CN103373891B

CN103373891B - 从c8芳烃中吸附分离生产对二甲苯和乙苯的方法

Info

Publication number: CN103373891B
Application number: CN201210125253.2A
Authority: CN
Inventors: 梁自斗; 王德华; 王辉国; 郁灼
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2012-04-26
Filing date: 2012-04-26
Publication date: 2015-07-29
Anticipated expiration: 2032-04-26
Also published as: CN103373891A

Abstract

一种从C₈芳烃中吸附分离生产对二甲苯和乙苯的方法，包括将C₈芳烃通过液相吸附分离得到含对二甲苯的抽出油和含乙苯、间二甲苯和邻二甲苯的抽余油；将液相吸附分离得到的抽余油通过气相变压吸附分离，得到变压吸附吸余液和脱附液，将脱附液中的非芳烃分离，得到乙苯，将吸余液进行二甲苯异构化反应，再将反应得到的C₈芳烃馏分作为上述液相吸附分离的原料。本发明方法在生产对二甲苯和乙苯的同时，可得到几乎不含乙苯的异构化原料，将其进行异构化可以得到附加的对二甲苯，并且在温和的条件下进行异构化反应。

Description

从C8芳烃中吸附分离生产对二甲苯和乙苯的方法

技术领域

本发明为一种吸附分离芳烃异构体的方法，具体地说，是一种从C₈芳烃中吸附分离对二甲苯和乙苯的方法。

背景技术

对二甲苯和乙苯都是重要的化工原料，对二甲苯主要用于生产对苯二甲酸(PTA)和对苯二甲酸二甲酯(DMT)，纯度要求至少为99.5％，优选大于99.7％。上述单体主要用于合成纺织用品及各种塑料制品。乙苯主要用于脱氢生产苯乙烯，苯乙烯是生产高分子材料的重要单体，主要用于制备聚苯乙烯，纯度要求大于99.7％。

现有技术中，广泛采用模拟移动床液相吸附分离技术从C₈芳烃中分离得到对二甲苯。C₈芳烃中乙苯典型地和间二甲苯、邻二甲苯一起作为抽余油被抽出，然后被送往异构化单元使其中部分乙苯、间二甲苯和邻二甲苯转化为对二甲苯再作为进料循环回模拟移动床吸附单元。USP2985589描述了利用逆流模拟移动床分离对二甲苯的方法；USP3686342，USP3734974，CN98810104.1描述了吸附分离使用的吸附剂为钡型或钡钾型的X或Y沸石；USP3558732、USP3686342分别使用甲苯和对二乙苯作为吸附分离的脱附剂。

USP5510562先将C₈芳烃混合物分成两种物流，分别含有对二甲苯和乙苯，间二甲苯和邻二甲苯，然后采用蒸馏接着结晶的方法分离对二甲苯和乙苯。蒸馏分离的操作回流比为50～80，需要300～400块塔板，能得到满足规格的乙苯和纯度为90～99wt％的对二甲苯，将富含对二甲苯的馏分送去结晶可以得到更高纯度的对二甲苯。

CN02142747.X在模拟移动床中分离含有间二甲苯、对二甲苯、乙苯和一部分邻二甲苯的C₈芳烃混合物时，将以封闭回路相连接的多个吸附床由进料、解吸剂、含有对二甲苯的抽出油、含有乙苯的中间馏分及含有邻二甲苯和间二甲苯的抽余液分成五个区。在解吸剂注入与抽出油抽出之间是对二甲苯解吸区，在抽出油抽出与吸附进料注入之间是乙苯、间二甲苯及邻二甲苯解吸区，中间馏分排出与进料注入之间是对二甲苯吸附区，在中间馏分排出与抽余液排出之间是乙苯吸附区，在抽余液排出和解吸剂注入之间是第5区。中间馏分经蒸馏塔蒸馏除去解吸剂，得到含有乙苯的第一馏分，抽出油、抽余液经过蒸馏基本上除去全部的解吸剂，分别得到富含对二甲苯的第二馏分、富含间二甲苯和邻二甲苯的第三馏分。将第二馏分送往至少一段结晶区，以获得对二甲苯晶体；第一、三馏分送往异构化装置进行气相或液相操作的异构化反应，异构化产物循环回模拟移动床吸附进料。该方法使用的吸附剂为富含钡的X沸石或富含钾的Y沸石，或富含钡和钾的Y沸石。

CN1592326A描述了一种采用超细精馏将乙苯与间二甲苯、邻二甲苯相分离的方法。该方法以对二甲苯抽余油为原料，由两个单独的塔组成脱乙苯塔，即第一脱乙苯塔和第二脱乙苯塔，塔内分别装有1层250Y和3层350Y波形规整填料，控制脱乙苯塔塔顶压力、塔顶温度、塔底温度及回流比即可实现乙苯与间二甲苯、邻二甲苯的分离。

USP3729523描述了一种从C₈芳烃中回收同分异构体的方法。该方法将C₈芳烃通过第一吸附段，分离成含对二甲苯、乙苯的第一股物流和含邻二甲苯、间二甲苯的第二种物流，将第一股物流结晶回收其中的对二甲苯，结晶母液蒸馏得到乙苯，同时蒸馏除去第二股物流中的溶剂得到间二甲苯和邻二甲苯混合物，将混合物与甲苯混合进行异构化，异构化产物与C₈芳烃一起作为吸附段的进料以得到附加的对二甲苯，该方法中所用吸附剂为ZSM-5。

USP3724170将C₈芳烃通过至少两个不同的吸附段，得到其中的对二甲苯和乙苯。C₈芳烃由载气带入第一吸附剂床层，未被吸附的间二甲苯和邻二甲苯作为吸余油先从第一吸附剂床层流出，经过冷凝后排出，被吸附的对二甲苯和乙苯被冼提流出第一吸附剂床层，再由载气带入第二吸附剂床层，乙苯被吸附，间二甲苯和邻二甲苯流出吸附剂床层，经过冷凝排出，第二吸附剂床层经过冼提得到乙苯。所用吸附剂优选为经硅烷改性处理的ZSM-5或ZSM-8或者为二者的混合物。

CN101045671A通过吸附将C₈芳烃分成含乙苯和对二甲苯的第一股物料及含间二甲苯邻二甲苯的第二股物料，再通过低温结晶得到第一股物流中的对二甲苯，结晶母液经吸附分离得到乙苯。

发明内容

本发明的目的是提供一种从C₈芳烃中吸附分离生产对二甲苯和乙苯的方法，该法将液相吸附-气相变压吸附相结合，可从C₈芳烃中分离出高纯度的对二甲苯和乙苯，并提供几乎不含乙苯的二甲苯异构化原料。

本发明提供的从C₈芳烃中吸附分离生产对二甲苯和乙苯的方法，包括将C₈芳烃通过液相吸附分离得到含对二甲苯的抽出油和含乙苯、间二甲苯和邻二甲苯的抽余油；将液相吸附分离得到的抽余油通过气相变压吸附分离，得到变压吸附吸余液和脱附液，将脱附液中的非芳烃分离，得到乙苯，将吸余液进行二甲苯异构化反应，再将反应得到的C₈芳烃馏分作为上述液相吸附分离的原料。

本发明方法使用两步吸附分离法从C₈芳烃中分离对二甲苯和乙苯，先将C₈芳烃经液相吸附分离，分离出对二甲苯，再将其余的C₈芳烃用气相变压吸附分离法分离出其中的乙苯，同时得到含间二甲苯和邻二甲苯的吸余液。该吸余液中几乎不含乙苯，在异构化时无需转化乙苯，可以使用不含铂的酸性催化剂或在较低的温度、压力下使用含铂的双功能催化剂，同时，不含乙苯的异构化C₈芳烃馏分可以降低吸附进料中的乙苯含量，降低对二甲苯的分离难度，提高对二甲苯纯度和收率。

附图说明

图1为本发明方法的流程示意图。

图2为本发明方法使用模拟移动床进行液相吸附分离的操作示意图。

具体实施方式

本发明方法先通过液相吸附分离将C₈芳烃分离为含对二甲苯的抽出油和含乙苯、间二甲苯和邻二甲苯的抽余油，再用变压气相吸附分离方法分离出抽余油中的乙苯，得到含间二甲苯和邻二甲苯的混合物，将间二甲苯和邻二甲苯混合物进行异构化反应，反应生成物经分离，得到的C₈馏分再作为吸附分离的原料生产对二甲苯和乙苯。本发明方法在生产对二甲苯和乙苯的同时，可得到几乎不含乙苯的异构化原料，将它们进行异构化可以得到附加的对二甲苯，且异构化反应催化剂可不含铂，并在非临氢条件下进行异构化反应，异构化产物中的C₈馏分可与C₈芳烃混合作为液相吸附分离的原料。

本发明方法先将C₈芳烃进行液相吸附分离，分离出其中的对二甲苯。所述的液相吸附分离优选模拟移动床液相吸附分离，吸附分离C₈芳烃的温度为130～230℃、优选130～210℃。吸附压力为常压。

模拟移动床液相吸附分离过程中，被吸附组分的脱附需用解吸剂，过程操作方法为：将C₈芳烃通过吸附剂床层，其中的对二甲苯被吸附，其余组分流出吸附剂床层，为含有解吸剂的抽余液。吸附饱和后，用解吸剂冲洗吸附剂进行对二甲苯的脱附，得到含解吸剂的抽出液。将抽余液和抽出液各自除去解吸剂，分别得到抽余油和抽出油，抽出油为高纯度的对二甲苯，其中对二甲苯的含量不小于99.5质量％，优选不小于99.7质量％。抽余油含乙苯、邻二甲苯、间二甲苯和非芳烃。所述的解吸剂优选甲苯或对二乙苯。

本发明液相吸附分离所用的吸附剂包括90～96质量％的沸石和4～10质量％的粘结剂。所述的粘结剂优选高岭土、凹凸棒石或膨润土，所述的沸石优选BaX、KX或BaKX沸石。

上述吸附剂的制备方法为：将NaX沸石与粘结剂混合后滚球成型、焙烧。再用含钡和/或钾的化合物溶液浸渍，浸渍后固体经干燥、活化后即得吸附剂。所述含钾、钡的化合物优选钾、钡的硝酸盐或氯化物。

C₈芳烃经过液相吸附分离得到的抽余油经过气相变压吸附分离，乙苯从抽余油中分离出来，过程操作方法为：将液相吸附分离得到的抽余油在高压下加热成气相通过吸附剂床层，其中的乙苯及非芳烃被吸附，其它组分排出吸附剂床层，为吸余液，其主要组分为邻二甲苯、间二甲苯，吸余液中的乙苯含量不大于1.5质量％。

将吸附剂床层压力降低，用惰性气体吹扫，使吸附组分脱附，得到脱附液，其中含有乙苯及非芳烃，将非芳烃除去即得到高纯度的乙苯。

上述变压吸附分离操作中，吸附和脱附的温度为170～300℃、优选190～270℃，吸附压力优选0.4～2.0MPa，脱附压力优选0.1～0.3MPa。

本发明用于气相变压吸附分离的吸附剂包括80～97质量％的活性组分和3～20质量％的粘结剂，所述的粘结剂优选高岭土、膨润土或凹凸棒石，活性组分优选MFI型沸石或MEL型沸石。

所述的MFI型沸石优选ZSM-5，MEL型沸石优选ZSM-11。所述的ZSM-5沸石的氧化硅与氧化铝的摩尔比为200～800、优选200～600。

MFI型沸石或MEL型沸石的阳离子优选钾或铯。所述吸附剂的活性组分优选KZSM-5沸石或CsZSM-5沸石。

上述吸附剂的制备方法为：将MFI沸石或MEL沸石与粘结剂混合后滚球成型、焙烧即制得吸附剂，用含钾或铯的化合物溶液浸渍，浸渍后固体经干燥、活化即得到钾/铯改性的MFI/MEL沸石为活性组分的吸附剂。所述的含钾、铯的化合物优选钾、铯的氯化物。MFI沸石或MEL沸石经钾或铯离子交换后，按交换后残留的钠含量计算的阳离子交换度为80～95摩尔％。

上述吸附剂制备方法中，所述的焙烧温度为480～560℃，干燥温度为90～130℃，活化温度为180～240℃。

本发明方法所得吸余液中的主要组分为邻二甲苯和间二甲苯，仅含有极少量的乙苯，乙苯含量小于2.0质量％。因此可采用不载铂的酸性催化剂在非临氢的条件下将吸余液中的邻二甲苯和间二甲苯转化为对二甲苯。该催化剂包括40～90质量％的沸石和10～60质量％的粘结剂，所述的沸石选自MFI沸石或MOR沸石，所述的粘结剂优选氧化铝或二氧化硅。

所述的MFI沸石优选ZSM-5沸石，其氧化硅与氧化铝的摩尔比优选80～300，所述的MOR沸石优选丝光沸石，其氧化硅与氧化铝的摩尔比优选10～30。

在非临氢条件下进行邻二甲苯和间二甲苯异构化反应的温度为290～350℃、压力为0.2～0.6MPa、进料质量空速为1～5h^-1。

本发明所述的异构化催化剂也可在上述酸性催化剂中进一步负载铂，载铂的催化剂以上述酸性催化剂为载体，以载体为基准计算的铂含量为0.1～1.0质量％、优选0.1～0.6质量％。

用上述载铂催化剂对本发明所述的吸余液进行异构化反应的温度为380～430℃、压力为0.8～1.3MPa、氢/烃摩尔比为4～6，进料质量空速为2～5h^-1。

本发明所述的C₈芳烃选自催化重整、蒸汽裂解或烷基转移反应得到的C₈芳烃，C₈芳烃为乙苯、对二甲苯、邻二甲苯和间二甲苯的混合物，其中乙苯含量优选为1～30质量％，其余主要为二甲苯异构体，此外，还含有少量非芳烃。

下面结合附图说明本发明。

图1中，来自管线1的C₈芳烃与来自管线23的异构化反应后得到的C₈芳烃馏分混合后从管线2进入旋转阀5，来自管线3的解吸剂与来自管线16的循环解吸剂混合后经管线4进入旋转阀5，再进入两根吸附柱6和7中的吸附床层，采用模拟移动床进行吸附分离。所述吸附柱6和7柱内分隔为多个床层，6和7也可为单独的吸附柱或多个串联的吸附柱，旋转阀5与吸附柱6和7中各吸附床层相连，通过与各吸附床层相连的阀的开、关来控制物料在吸附柱床层的进出。从旋转阀5出来的抽出液(主要是对二甲苯和解吸剂)经管线8进入精馏塔10，解吸剂从精馏塔底进入管线13，再进入管线16，抽出油由塔顶管线12排出装置，为高纯对二甲苯。从旋转阀5出来的抽余液(主要是解吸剂、乙苯、间二甲苯、邻二甲苯和非芳烃)经管线9进入精馏塔11，塔底得到的解吸剂进入管线15与来自管线13的解吸剂混合后循环使用，塔顶得到的抽余油经管线14进入气相变压吸附装置17，该装置在高温、高压条件下选择性地吸附抽余油中的乙苯和非芳烃，间二甲苯和邻二甲苯则不被吸附，无需解吸剂通过降低压力使吸附的乙苯和非芳烃脱附得到脱附液。脱附液经管线18进入精馏塔24，由塔顶管线25得到非芳烃，塔底管线26得到高纯度乙苯，未被吸附的间二甲苯和邻二甲苯，即吸余液经管线19进入异构化反应器20，异构化反应产物经管线21去精馏塔22脱除轻重组分，得到的C₈芳烃馏分进入管线23与C₈芳烃原料混合后进行吸附分离。

下面通过实例进一步说明本发明，但本发明并不限于此。

实例1

制备液相吸附分离所用的吸附剂。

将X沸石(上海复旭分子筛有限公司生产)与高岭土按92∶8的质量比混合，滚球成型，520℃焙烧6小时，取粒径为0.5～1.0毫米的球形颗粒，用硝酸钡溶液进行离子交换，溶液与吸附剂的液/固体积比为10，硝酸钡溶液的浓度为0.5mol/L，按交换后残留的钠含量计算的交换度为95摩尔％。交换后固体在100℃干燥3小时，220℃活化2小时得到吸附剂A，其中BaX含量为93.41质量％、高岭土含量为6.59质量％。

实例2

对混合二甲苯进行液相吸附分离，分离其中的对二甲苯。

使用一套小型模拟移动床装置，由24根柱子串联构成，柱子内部用于容纳吸附剂的腔体高200mm，直径40mm，第24根柱子与第1根柱子通过一台泵接连，使柱内流体循环起来，各柱子的连接处均可引入或排出物料。抽余液出口与原料入口之间有7根柱子；原料入口和抽出液出口之间有3根柱子；抽出液出口与解吸剂入口之间有5根柱子；解吸剂入口与抽余液出口之间有9根柱子，各股进出物料位置如图2所示，物料的进出口位置随一定的时间间隔而改变，每一时间间隔进出料口向前推进一根柱子，进出料口由图中实线箭头位置移到虚线箭头位置，下一时间间隔按既定方向向前推进，依次类推改变进出料口位置。

将上述模拟移动床吸附分离在140℃运行，原料进料量为1100克/小时，使用吸附剂A，解吸剂为对二乙苯，解吸剂注入量为1300克/小时，抽出油量为820克/小时，抽余油量为1580克/小时，每2分钟切换一次进出料口，循环泵量为3850毫升/小时。吸附分离所用原料及运转稳定后抽出液和抽余液的组成见表1。

实例3

将实例2得到的抽出液经蒸馏除去解吸剂对二乙苯，得到对二甲苯纯度为99.72质量％的抽出油，对二甲苯收率为97质量％。将实例2得到的抽余液蒸馏除去解吸剂对二乙苯，得到抽余油，其中乙苯含量为11.51质量％，其余为间二甲苯、邻二甲苯和非芳烃。

实例4

制备变压吸附分离所用的吸附剂。

将氧化硅/氧化铝摩尔比为360的NaZSM-5(上海复旭分子筛有限公司)沸石原粉与高岭土按92∶8的质量比混合，滚球成型，经520℃焙烧6小时。取粒径为0.5～1.0毫米的球形颗粒，用氯化钾溶液进行离子交换，溶液与吸附剂的液/固体积比为10，氯化钾溶液的浓度为0.5mol/L，按交换后残留的钠含量计算的阳离子交换度为95摩尔％。交换后固体在100℃干燥3小时，220℃活化2小时得到吸附剂B，其中含92.10质量％的KZSM-5、7.90质量％的高岭土。

实例5

按实例4的方法制备吸附剂C，不同的是使用氧化硅/氧化铝摩尔比为200的NaZSM-5沸石与高岭土制备吸附剂，经过滚球成型、焙烧、离子交换、干燥、活化，得到吸附剂C，其中含92.16质量％的KZSM-5、7.84质量％的高岭土，沸石以残留的钠含量计算的阳离子交换度为82摩尔％。

实例6

按实例4的方法制备吸附剂D，不同的是用浓度为0.55mol/L的氯化铯溶液对滚球成型后的颗粒进行离子交换，经干燥、活化，得到吸附剂D，其中含92.56质量％的CsZSM-5、7.44质量％的高岭土，沸石以残留的钠含量计算的阳离子交换度为90摩尔％。

实例7

按实例4的方法制备吸附剂E，不同的是用氧化硅/氧化铝摩尔比为500的NaZSM-5与高岭土制备吸附剂，经滚球成型、焙烧后，用0.55mol/L的氯化铯溶液进行离子交换，经干燥、活化，得到吸附剂E，其中含92.46质量％的CsZSM-5、7.54质量％的高岭土，沸石以残留的钠含量计算的阳离子交换度为93.5摩尔％。

实例8～11

将150克吸附剂装填于高径比为150的吸附柱中，在温度为240℃、压力为0.45MPa、质量空速为0.5h^-1的条件下，将30克实例3得到的抽余油气化后通入吸附柱，收集未被吸附的组分为吸余液，然后减压至0.1MPa，使用3倍于吸附剂体积的氮气吹扫吸附剂，使吸附组分脱附，收集脱附组分为脱附液，蒸馏除去脱附液中的非芳烃，得到乙苯。各实例使用的吸附剂、进料、吸余液及脱附液组成及乙苯纯度和收率见表2。

实例12

将氧化硅/氧化铝摩尔比为100的HZSM-5分子筛与氧化铝按75∶25的干基质量比混合，按固/液质量比2.5∶1的量加入4质量％的硝酸水溶液混捏，挤条成型。110℃干燥3小时，540℃焙烧4小时，得到异构化催化剂F。

实例13

将氧化硅/氧化铝摩尔比为12.5的丝光沸石25克与75克氧化铝混合，加入40毫升4质量％的硝酸水溶液混捏，挤条成型。110℃干燥3小时，540℃焙烧4小时，得到载体。取10克载体，经氯化铵溶液交换后干燥。用氯铂酸溶液浸渍上述经交换后的载体，使其负载0.4质量％的Pt(以载体为计算基准)，干燥后于500℃空气中焙烧4小时，得到异构化催化剂G。

实例14

在10ml小型反应装置上，装填异构化催化剂F，以实例8所得的吸余液为异构化原料，在330℃、0.4MPa、质量空速1.5h^-1的条件下进行异构化反应，反应结果见表3。

表3结果显示，由于吸余液中只含有很少量的乙苯，无需进行乙苯转化，可以用不载铂的酸性催化剂F，在非临氢和较低的反应温度和压力下进行异构化反应，C₈芳烃收率高。

对比例1～2

在10ml小型反应装置上装填异构化催化剂G，以实例3所得的抽余油为异构化反应原料，在不同的条件下进行异构化反应，反应结果见表3。

表3结果显示，当原料中乙苯含量较高时，需使用载铂的双功能催化剂，在与实例14接近的较温和条件下进行异构化反应时，物料中乙苯转化率较低，较多的乙苯在系统内循环，不仅增加能耗而且当异构化产物循环回液相吸附分离，作为吸附分离原料的一部分时，乙苯的存在不利于获得高纯度、高收率的对二甲苯；对比例2提高异构化反应的温度、压力后，乙苯转化率有所提高，但C₈芳烃收率下降。

实例15

在实例2所述的小型模拟移动床装置上，将对比例1得到的异构化产物与实例2所述的混合二甲苯混合后作为吸附进料，按实例2所述的方法进行操作，得到的对二甲苯纯度为99.70质量％，收率为96.6质量％。

实例16

在实例2所述的小型模拟移动床装置上，将实例14得到的异构化产物与实例2所述的混合二甲苯混合后作为吸附进料，按实例2所述的方法进行操作，得到的对二甲苯纯度为99.74质量％，收率为97.5质量％。

表1

表2

表3

pX为对二甲苯，EB为乙苯，∑X为二甲苯。

Claims

1.一种从C₈芳烃中吸附分离生产对二甲苯和乙苯的方法，包括将C₈芳烃通过液相吸附分离得到含对二甲苯的抽出油和含乙苯、间二甲苯和邻二甲苯的抽余油；将液相吸附分离得到的抽余油通过气相变压吸附分离，得到变压吸附吸余液和脱附液，将脱附液中的非芳烃分离，得到乙苯，将吸余液进行二甲苯异构化反应，再将反应得到的C₈芳烃馏分作为上述液相吸附分离的原料，在气相变压吸附分离液相吸附分离得到的抽余油的操作中，吸附和脱附的温度为170～300℃，吸附压力为0.4～2.0MPa，脱附压力为0.1～0.3MPa，气相变压吸附分离的吸附剂包括80～97质量％的活性组分和3～20质量％的粘结剂，所述的粘结剂选自高岭土、膨润土或凹凸棒石，活性组分选自MFI型沸石或MEL型沸石，MFI型沸石或MEL型沸石的阳离子为钾或铯，并且钾或铯取代钠离子的交换度为80～95摩尔％。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的液相吸附分离为模拟移动床液相吸附分离，吸附分离C₈芳烃的温度为130～230℃。

3.按照权利要求1所述的方法，其特征在于液相吸附分离得到的抽出油中对二甲苯的含量不小于99.5质量％。

4.按照权利要求1所述的方法，其特征在于变压吸附吸余液中的乙苯含量不大于1.5质量％。

5.按照权利要求1所述的方法，其特征在于液相吸附分离所用的吸附剂包括90～96质量％的沸石和4～10质量％的粘结剂。

6.按照权利要求5所述的方法，其特征在于所述的粘结剂为高岭土、凹凸棒石或膨润土，所述的沸石选自BaX、KX或BaKX沸石。

7.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的MFI型沸石为ZSM-5，MEL型沸石为ZSM-11。

8.按照权利要求7所述的方法，其特征在于所述的ZSM-5沸石的氧化硅与氧化铝的摩尔比为200～800。

9.按照权利要求1所述的方法，其特征在于用于进行二甲苯异构化反应的催化剂包括40～90质量％的沸石和10～60质量％的粘结剂，所述的沸石选自MFI沸石或MOR沸石，所述的粘结剂为氧化铝或二氧化硅。

10.按照权利要求9所述的方法，其特征在于所述的MFI沸石为ZSM-5沸石，其氧化硅与氧化铝的摩尔比为80～300，所述的MOR沸石为丝光沸石，其氧化硅与氧化铝的摩尔比为10～30。

11.按照权利要求9所述的方法，其特征在于所述的催化剂还进一步包括以载体为基准计算的含量为0.1～1.0质量％的铂。

12.按照权利要求1所述的方法，其特征在于将吸余液进行二甲苯异构化反应的温度为290～350℃、压力为0.2～0.6MPa、进料质量空速为1～5h^-1。

13.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的C₈芳烃中乙苯的含量为1～30质量％。